CN1209112A - 生产合成烃类液体的烃类气体转化系统和方法 - Google Patents

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Abstract

一种用于轻质烃类气体转化成合成的较重的烃类液体的系统和方法。该系统包括自热转化器、费－托合成反应器和Brayton循环,它们在结构上和功能上成一整体。在这一方法的实施中,将烃类进料气体、压缩空气进料和工艺水蒸汽的混合物送入自热转化器,以生成合成气。将合成气送入费－托合成反应器,在那里催化反应,生成较重的烃类。将费－托合成反应器的出口物分离成水、低热值尾气和所需的烃类液体产物。水经加压和加热,产生工艺水蒸汽。尾气经加热并与压缩空气和水蒸汽一起送入有燃烧器和一系列动力涡轮机和压缩机的Brayton循环。尾气和空气进料在燃烧器中燃烧,生成燃烧气体,用于驱动通过轴与空气压缩机相连的动力涡轮,从而驱动空气压缩机。系统还包括许多热交换器,它们使得从自热转化器的出口物中回收热成为可能。回收的热用于产生工艺水蒸汽以及用于在送入自热转化器以前预热烃类进料气体、用于在送入费－托合成反应器以前预热合成气以及在送入燃烧器以前预热尾气。

Description

生产合成烃类液体的烃类气体转化系统和方法
发明背景
技术领域
本发明一般来说涉及一种将轻质烃类气体转化成较重的合成烃类液体的系统和方法；更具体地说，本发明涉及一种使用Brayton循环与自热转化器和费-托合成反应器组合的气体转化系统和方法。
背景资料
长期以来一直有这样一种需要：即将可得到的含碳质的材料转化成目前缺乏的在许多应用场合中，例如在内燃发动机、喷气发动机和开放循环燃气轮机中有各种优选性能的液体烃类燃料。例如，US3986349公开了一种用以下步骤将固体煤转化成液体烃类燃料的方法：将煤气化制成合成气；使生成的合成气加氢；从加氢产物中回收液体烃类燃料。该液体烃类燃料用于在开放循环燃气轮机中相对清洁地燃烧来产生动力。
在经济欠发达的地区，由于缺乏地区性天然气市场或天然气运输到远距离市场的高费用，所以在这些地区天然气常常是丰富的。一种替代方法是生产天然气，并将它就地转化成更有用的液体烃类燃料或液体化学产品，以供当地使用或以较低的费用运输到远距离市场。将轻质烃类气体如天然气转化成更重的烃类液体的方法在现有技术中是大家熟悉的。这样的方法通常包括甲烷“间接”转化成合成烷烃化合物，其中首先将甲烷转化成含有氢和一氧化碳的合成气，接着再通过费-托合成反应将合成气转化成合成烷烃化合物。在费  托合成反应后剩下的未转化合成气通常通过甲烷化反应再催化转化成甲烷，并循环回该法的进口，以提高该法的总转化效率。
甲烷转化成合成气常常用高温水蒸汽转化法进行，其中甲烷和水蒸汽在安装在大型火力加热炉中的许多外热式反应管中的催化剂上进行吸热反应。另一方面，甲烷通过部分氧化转化成合成气，其中甲烷与纯氧进行放热反应。使用纯氧的部分氧化需要氧分离装置，该装置有巨大的压缩能力，因此相应有巨大的能量需要量。通过上述方法中的一种方法来生产合成气占甲烷转化成烷烃的装置总投资的主要部分。
自热转化法是一种较低费用的甲烷转化成合成气的方法。自热转化法采用部分氧化和水蒸汽转化相结合。水蒸汽转化反应所需要吸收的热量由放热的部分氧化反应得到。但是，与上述的部分氧化反应不同，空气用作部分氧化反应的氧源。此外，用自热转化法生产的合成气含有大量由进入空气提供的氮气。因此，将工艺尾气中所含的未转化组分循环，而又不使过量的氮气在工艺过程中产生不希望有的积累是不可能的。正如US2552308和2686195中公开的，通过自热转化或使用空气的部分氧化生产氮稀释的合成气，接着通过费-托合成反应转化合成气仍然是一种由甲烷制得合成烃类液体产物的有用方法。
US4833170公开了另一个自热转化的例子，其中在循环的二氧化碳和水蒸汽存在下，轻质气态烃与空气反应生成合成气。在含钴的烃类合成催化剂存在下，合成气反应，生成残留的气体流以及含有较重的烃类和水的液体流。将较重的烃类从水中分离出来，并作为产物回收。残留的气体与另外的空气进行催化燃烧，生成氮气和二氧化碳，它们被分离。将至少一部分二氧化碳循环回自热转化步骤。
虽然现有技术的烯烃气体转化法(如US4833170中公开的)可相对有效地将轻质烃类气体转化成较重的烃类液体，但由于这样的方法需巨大的投资以及与压缩进料空气有关的高能量费用，它不是低费用的。压缩进料空气所需的能量为操作这一方法所需的大部分机械能量，这一能量中的大部分基本上作为未回收的压力能在排出该法的残留气体中损失掉。所要压缩的进料空气含有大量仍基本上是化学惰性物的氮气，当氮气通过该过程时，最终以残留气体排出该过程。此外，虽然残留气体由于含有一氧化碳、氢、甲烷和较重的烃类组分而有值得注意的化学能燃料价值，但是该残留气体很稀，只有低的热值，因此很难高效地、低费用地回收残留气体的燃料价值的能量。因此，显然需要一种更加低费用的烃类气体转化法。
因此，本发明的一个目的是提供一种将烃质烃类气体转化成较重的合成烃类液体的有效方法。本发明的另一目的是提供一种将轻质烃类气体转化成较重的合成烃类液体的的有效工艺设备系统。更具体地说，本发明的一个目的是提供这样一种显著降低能量需要的烃类气体转化系统和方法。本发明的另一目的是提供这样一种显著减小投资的烃类气体转化系统和方法。本发明的另一目的是提供这样一种显著减少污染物对环境排放量的烃类气体转化系统和方法。这些目的和其他目的可根据下文描述的本发明来达到。
发明概述
本发明涉及一种轻质烃类气体转化成较重的合成烃类液体的系统和方法。该系统包括自热转化器、费-托合成反应器和Brayton循环在内的许多工艺设备，它们在结构上和功能上构成一个整体。在本方法的实施中，将含有烃类气体进料、压缩空气进料和工艺水蒸汽的热混合物连续送入自热转化器，以生成合成气。将含有合成气的自热转化器出口气体冷却和冷凝，从中分出水。然后再将合成气加热，并连续送入费-托合成反应器，在那里合成气经催化反应，生成较重的烃类。将费-托合成反应器的出口气体冷却、冷凝，并连续送入产物分离器，在那里将出口物料分离成水、低热值尾气和所需的烃类液体产物。从该系统中回收烃类液体产物，同时将产物分离器的水流和自热转化器洗涤器的水流合并，加压和加热、生成工艺水蒸汽。将一部分工艺水蒸汽返回到自热转化器，用于连续生产合成气。
将产物分离器的尾气加热，并与一部分由自热转化器得到的压缩空气进料和未返回自热转化器的剩余部分工艺水蒸汽一起连续送入有燃烧器以及一系列动力涡轮机和压缩机(根据一实施方案)的Brayton循环。尾气和空气进料在工艺水蒸汽存在下在燃烧器中燃烧，生成燃烧气体。燃烧器可装有催化剂，以加快燃烧反应。燃烧气体从燃烧器中排出，并连续送到串联的第一段和第二段动力涡轮机，从而驱动第一段和第二段动力涡轮机。然后废气混合物从系统中排出。第一段和第二段动力涡轮机用轴分别连接到空气压缩机和合成气压缩机上，从而驱动这两个压缩机。在另一实施方案中，Brayton循环包括通过单一轴连接到空气压缩机和发电机上的单一动力涡轮机。发电机为系统提供电力，具体地说为驱动合成气压缩机的电动马达提供电力。发电机也输出电力。根据另一实施方案，空气压缩机压缩全部空气进料，而合成气压缩机压缩送入费-托合成反应器的合成气。
该系统还装有许多热交换器，它们能从自热转化器的出料中回收热量。如上所述，回收的热量用于加热自热转化器洗涤器和产物分离器排出的水流，以便为系统提供工艺水蒸汽。回收的热量还用于预热送入自热转化器前的烃类进料气体以及预热送入费-托合成反应器以前的合成气。此外，回收的热量还用于预热送入燃烧器以前的、产物分离器排出的加压尾气。尾气因此用作该过程中包含的某些高品质热能的收集介质。
已发现，相对于传统的转化系统，轻质烃类气体转化成较重的轻类液体的这一系统更为廉价，因为投资和操作费用都降低了。具体地说，Brayton循环结合到转化系统中省去了为送入自热转化器和燃烧器的空气进料压缩提供电力或水蒸汽驱动的空气压缩机的高投资。本系统还可使商购的气体涡轮机组用于Brayton循环成为可能的实际优点。商业气体涡轮机组可按不同的设计和尺寸得到，可大规模生产，大大降低了费用以及可得到强化的和可靠的服务。
优选的组合Brayton循环使用一外燃烧器，有压缩空气进料的轴流进料压缩机传统设计的气体涡轮机发动机，比外动力的压缩机有较低的投资。另一组合Brayton循环省去外燃烧器，而使用有内部空气冷却燃烧器的较大生产能力的气体涡轮机。在任何一种情况下，组合Brayton循环的操作费用都大大低于外动力空气压缩机的操作费用，因为一个或一个以上的Brayton循环涡轮机通过低热值的尾气与一部分压缩空气进料燃烧产生的燃烧气体驱动。通过自热转化器中回收的废热预热尾气以及送入热的压缩空气使原不太可能燃烧的尾气燃烧成为可能。预热送入燃烧器的尾气和压缩空气进料，由于这些气体的燃烧，大大提高了火焰温度或反应温度，从而使气流的的热焓增加，使从中取出能量的效率增加。
通过本发明得到另外一些操作经济效益，因为通过压缩步骤后的空气进料保留了压缩的热量。因此，省去在单独的加热器中预热送入自热转化器的空气进料的需要。通过使用废热来由系统产生的水有效地生产过热工艺水蒸汽，以及通过使用废热来有效预热送入自热转化器的气体进料，进一步降低了系统的动力和能量需要，从而降低了操作费。用过热工艺水蒸汤注入燃烧器使得由该工艺回收的动力增加，从动力观点看，可达到工艺自足，并且在某些情况下，由该工艺产生过量的动力用于输出。工艺水蒸汽的注入也有利于降低温度，提高送到动力涡轮机的质量流速，从而在动力涡轮机中使用标准的冶金材料成为可能，而又不显著损失热效率。还优选了系统的热交换器结构，以便使系统所需的热交换器的尺寸和数目最小。其净的效果是将系统的投资保持在相对低的水平。
还发现，本系统可以环境有利的方式操作，减少排放到外界环境的不希望有的污染物。特别是，已知产物分离器得到的水一般含有存在处理问题的醇类和其他相对低分子量的液体有机化合物。但是，通过使用这种水作为燃烧器的工艺水蒸汽源，通过在热燃烧气体中的氧使含在其中的液体有机化合物氧化成二氧化碳和水蒸汽，并与涡轮机排放物一起放空，避免处理含液体有机化合物的水。此外，在送入燃烧器的进料中气态稀释剂和水蒸汽的存在降低了燃烧器中的燃烧温度，从而使传统的电力生产设备中产生的高浓度氮氧化合物、大气污染物减少。
由附图和以下说明进一步理解本发明。
附图简介
图1为本发明的工艺流程图。
图2为有另一Brayton循环的图1方法的另一实施方案的流程图。
图3为有另一Brayton循环的图1方法的再一实施方案的流程图。
优选实施方案说明
本发明涉及一种生产合成烃类液体的烃类气体转化法。本发明还涉及一种将实施该烃类转化法的工艺设备相互连接的系统。下文首先参照图1来描述该系统和方法，其中该系统一般称为10。应当指出，系统10说明设备结构和用于相对小型应用的实施方法的优选实施方案，其中操作压力条件与商业上可得到的低压气体涡轮机/压缩机组相比。但是，对于本专业的熟练技术人员来说，显然系统10可在本发明范围内改变，以便用于其他尺寸和操作条件。
系统10包括三个主操作单元。第一个单元是自热转化器(ATR)12，它将烃类进料气体、压缩空气和水蒸汽转化成合成气。第二个单元是费-托合成反应器(F/T反应器)14，它将合成气转化成合成烃类液体。第三个单元是Brayton循环16，它利用F/T反应器尾气燃烧产生的动力将空气进料压缩送到ATR12。Brayton循环16包括一对压缩机18、20，一对通过轴26、28分别与压缩机18、20相连的动力涡轮机22、24，以及一燃烧器30，它为动力涡轮机22、24提供燃烧气体。
更具体地说，系统10包括烃类进料气体进口32，烃类进料气体通过它送入系统10。烃类进料气体通常通过烃类进料气体进口32以约8000至12000米3/小时的速率，在约16至67℃的温度和约1000至10000千帕的压力下送入。烃类进料气体优选为地下岩层生产的天然存在的非合成烃类气体。在这样的气体中，天然气是最优选的，虽然其他烃类进料气体在这里也可使用，包括含有氮和/或二氧化碳的低质量气体、由煤缝产生的气体或由海洋水合物产生的气体。其中有烃类进料气体压力控制阀36的烃类进料气体进口管线34与烃类进料气体进口32相连，并将烃类进料气体送到ATR12方向的下游。在烃类进料气体进口32下游的烃类进料气体进口管线34中串联有烃类进料气体热交换器38和脱H2S单元40。如下所述，烃类进料气体热交换器38用ATR12排出的高温合成气将烃类进料气体预热到约380至450℃。经预热的烃类进料气体产生约900至1100千帕的压力。脱H2S单元40为一氧化锌床层，它通过H2S与氧化锌化学反应，基本上脱除预热的烃类进料气体中存在的所有H2S。
烃类进料气体管线34从烃类进料气体进口32一直延伸到ATR碳化器44。空气和水蒸汽也从下述的空气源和水蒸汽源送入ATR碳化器44。ATR碳化器44使烃类进料气体管线34的烃类进料气体与空气和水蒸汽混合，ATR进口气体混合物管线48离开ATR碳化器44，将含有烃类进料气体、空气和水蒸汽的气体混合物(称为ATR进口气体混合物)从ATR碳化器44送到ATR12。根据ATR12要求和最终合成烃类液体产物所需的组成来选择ATR进口气体混合物的组成。ATR进口气体混合物的摩尔组成通常在每摩尔烃类进料气体有约3.0至3.5摩尔空气和约0.15至0.30摩尔水蒸汽的范围内，并以约35000至50000米3/小时的混合速率，在约350至450℃和约900至1100千帕下送入ATR12。
ATR12为高温反应容器，在反应器中ATR进口气体混合物绝热反应，生成含有H2和CO的合成气体，其摩尔比优选为2∶1，虽然根据本文教导；按熟练技术人员已知的方式通过调节ATR条件得到的其他摩尔比也可能在本发明的范围内。ATR进口气体混合物在ATR12中的绝热处理生产合成气包括使ATR进口气体混合物中的烃类进料气体部分燃烧使其中一部分放热氧化；在ATR进口气体混合物中烃类进料气体的甲烷组分与水蒸汽在水蒸汽转化催化剂(例如本专业大家熟悉的含镍催化剂)接触，使甲烷和水蒸汽吸热转化。优选将ATR12维持在约900至1050℃和约900至1100千帕范围内。
ATR进口管线50使合成气以约45000至66000米3/小时的速率从ATR12排出。排出ATR12的合成气的摩尔组成优选为每摩尔一氧化碳有约2.0摩尔氢，其温度在约900至1050℃范围内，压力在约800至950千帕范围内。ATR出口管线将合成气从ATR12输送到ATR冷凝管52。但是，在ATR冷凝管52上游、在ATR出口管线50中串联安装许多热交换器，包括水蒸汽转化热交换器54、分离器尾气热交换器56、烃类进料气体热交换器38和F/T反应器进料气体热交换器58。水蒸汽转化热交换器54利用ATR12排出的高温合成气来加热水蒸汽转化用的工艺水，同时使合成气急冷到约500至650℃。分离器尾气热交换器56利用高温的合成气来加热在F/T反应器14下游的产物分离器排出的尾气。烃类进料气体热交换器38利用高温合成气来加热如上所述送到ATR12的烃类进料气体。F/T反应器进料气体热交换器58利用高温合成气来加热送到F/T反应器14的合成气。
ATR出口管线50将合成气以约37000至54500公斤/小时的速率送入ATR冷凝器52，合成气的温度为约250至350℃，压力为约600至700千帕。ATR冷凝器52使合成气冷却，使其中所含的水冷凝。冷凝器出口管线60将生成的冷却合成气和水的混合物从ATR冷凝器52送到洗涤器62，在那里水从合成气中分离出来。洗涤器水出口管线64使水从洗涤器62的底部排出，用于转化成水蒸汽，再送回系统10。洗涤器气体出口管线66使冷却的合成气从洗涤器62的顶部以约42000至63000米3/小时的速率排出，合成气的温度为约20至50℃，压力为约500至600千帕。洗涤器气体出口管线66将冷却的合成气送到Brayton循环16的合成气压缩机20。
合成气压缩机20将合成气压缩到约2000至3000千帕和约150至250℃。合成气压缩机20用连接到第二段动力涡轮机24的轴28驱动，第二段动力涡轮机24用下述的方法驱动。F/T反应器进口管线68将压缩的合成气以约35000至52000公斤/小时的速率从合成气压缩机20送到F/T反应器14。上述的F/T反应器进料气体热交换器58在合成气送入F/T反应器前将压缩的合成气预热到约200至240℃和约2000至2800千帕。F/T反应器在本专业是大家熟悉的，本F/T反应器14由熟练的技术人员根据这里所述的教导选择，以满足本法的性能要求。根据所述，F/T反应器14可为一个或多个串联的填充管反应器，或者F/T反应器14可为流化床反应器。在任何一种情况下，F/T反应器14优选装有含钴的催化剂，并例如通过用沸水或某些其他的冷却介质外冷却F/T反应器14来除去反应放热，使反应器保持在接近等温条件下。F/T反应器14的温度优选为约200至235℃，压力优选为约1600至2800千帕，从而合成气的CO和H2反应，生成水和较重的烃类。
F/T反应器出口管线69将全部F/T反应器产物(含有轻质烃类和较重烃类以及氮和水蒸汽)以约35000至52000公斤/小时的速率从F/T反应器排出，产物的温度为约200至240℃，压力为约1600至2800千帕。一氧化碳在F/T反应器14中生成烃类产物(甲烷和更重的烃类)的摩尔转化率优选约90％。F/T反应器出口管线69将F/T反应器产物送入F/T反应器冷却器70，在那里F/T反应器产物被冷却到约60至100℃(与生成的蜡数量有关)，压力约1500至2800千帕，从而使F/T反应器产物冷凝，生成含有液体部分和蒸汽部分的第一产物混合物。第一产物混合物的液体部分含有较重的烃类液体和水。
F/T反应器冷却器出口管线71将第一产物混合物送到重质产物分离器74，在那里第一产物混合物的蒸汽部分从液体部分中分离出来。重质产物分离器蒸汽出口管线73将分离出的蒸汽部分送到F/T反应器冷凝器74，在那里它被进一步冷却到约5至50℃，从而生成含有液体部分和气体部分的第二产物混合物。第二产物混合物液体部分含有轻质烃类液体和水。F/T反应器冷凝器出口管线75将第二产物混合物送到轻质产物分离器76，在那里第二产物混合物的气体部分从液体部分中分离出来。分离器尾气出口管线77将F/T反应器产物的气体部分作为分离器尾气以约22000至32000米3/小时的速率从轻质产物分离器76的顶部排出，其温度为约5至50℃，压力为约900至1100千帕。分离器尾气含有氮、一氧化碳、氢、水和轻质烃类，代表性的摩尔组成为约90％N2、5％CO2、2％CO、1％H2、0.5％H2O，其余为烃类。因此，分离器尾气有相当低的热值，为约1500至3000千焦/公斤。
如下所述，分离器尾气出口管线77从轻质产物分离器76延伸到燃烧器进口混合器78。分离器尾气出口管线77装有尾气压力控制阀80和分离器尾气热交换器56。尾气压力控制阀80将轻质产物分离器76内的压力调节到约1500至2800千帕。分离器尾气热交换器56用ATR出口管线50的高温合成气作为热传递介质将分离器尾气出口管线77中的分离器尾气的温度升到约250至400℃。过量尾气管线82在尾气压力控制阀80的下游和分离器尾气热交换器56上游从分离器尾气出口管线77中分出支管线。过量尾气管线82在工艺开工过程中或在工艺操作不正常时从系统10中排出过量的分离器尾气。在系统10外的火炬(未示出)用来处理过量的分离器尾气。火炬与过量尾气管线82中的火炬阀84相连，以防止分离器尾气出口管线77上游的压力变得太高。
重质产物分离器72将第一产物混合物的液体部分分离成较重的烃类液体和水。轻质产物分离器76类似地将第二产物混合物的液体部分分离成轻质烃类液体和水。重质烃类液体出口管线85将重质烃类液体从重质产物分离器72中排出，而轻质烃类液体出口管线86将轻质烃类液体从轻质产物分离器76中排出。烃类液体出口管线85、86连接成共用的烃类液体出口管线87，重质烃类液体和轻质烃类液体在其中混合，以约4.3至6.6米3/小时的速率回收合成烃类液体作为系统10所需的产物。合成烃类液体产物优选有类似高度烷烃化的粗凝析油的组成，例如用以下组成范围表示：10-30％LPG、10-20％石脑油、35-65％馏分油、10-30％润滑油原料和5-30％蜡，组成与催化剂和反应器条件有关。在由F/T反应器产物回收的全部液体中合成烃类液体与水的比为约0.75∶1至1∶1。
第一个水出口管线88将水从重质产物分离器72中排出，而第二个出口管线89将水从轻质产物分离器76中排出，其组合速率为约5.1至7.8米3/小时。水出口管线88、89将水送至泵进口集液管90，在那里它们与洗涤器出口管线64的水组合形成单一的水流，通过泵进口管线92从泵进口集液管90排出。泵进口管线92将水以约7.4至10.5米3/小时的速率送到多级离心泵94。泵94使水的压力在其中升至约4000至4500千帕，并将加压的水排入泵出口管线96。在泵出口管线96中装有水蒸汽转化热交换器54，使加压的水在其中加热，用从ATR出口管线50得到的高温合成气作热传递介质。水蒸汽转化热交换器54使加压水的温度升至约300至550℃，压力为约4000至4500千帕，从而使泵出口管线96中的水变成水蒸汽。
泵出口管线96在水蒸汽转化热交换器54的下游结合点97处分成ATR水蒸汽进口管线98和燃烧器水蒸汽进口管线100。送入ATR水蒸汽进口管线98和送入燃烧器水蒸汽进口管线100的水蒸汽的比例为约0.1∶1至0.4∶1。ATR水蒸汽进口管线98延伸到ATR碳化器44，并在其上游装有ATR水蒸汽流动控制阀104，以便将水蒸汽流速调节到约1250至2700公斤/小时以内。ATR碳化器44与ATR水蒸汽进口管线98，烃类进料气体进口管线34和ATR空气进口管线106相连。
燃烧器水蒸汽进口管线100从结合点97延伸到燃烧器30，并在燃烧器30的上游装有燃烧器水蒸汽压力控制阀110，以便使水蒸汽的背压调节在4000至4500千帕以内。燃烧器出口管线112将在燃烧器中生成的燃烧气体/水蒸汽混合物从燃烧器30送至动力涡轮机进口气体回气集气管116。燃烧器气体/水蒸汽混合物的摩尔组成通常为约69％N2、0.4至4％O2、5至6％CO2、19至24％H2O以及微量的氮氧化物。将燃烧器气体/水蒸汽混合物以约55000至67000公斤/小时的速率送入动力涡轮机进口气体回气集气管116，其温度为约800至1000℃，压力为约900至1050千帕。动力涡轮机进口气体回气集气管116将燃烧器出口管线112与第一段动力涡轮机22相连。动力涡轮机22内部的冷却空气进口管线118把冷却空气送入涡轮叶片和轮盘(未示出)。因此，燃烧器气体/水蒸汽/空气混合物流过第一段动力涡轮机22，并以约55500至70500公斤/小时的速率提供，其温度为约750至1000℃，压力为约900至1050千帕。燃烧器气体/水蒸汽/空气混合物为第一段动力涡轮机22的驱动气体。轴26在机械上将第一动力涡轮机22与空气压缩机18相连，从而驱动空气压缩机18。
第一段动力涡轮机出口管线122将第一段废驱动气体从第一段涡轮机22送至第二段动力涡轮机24。通常以约56000至69000公斤/小时的速率将第一段废驱动气体送至第二段动力涡轮机24，其温度为约600至850℃，压力为约200至400千帕。第一段废驱动气体变成第二段动力涡轮机24的驱动气体。轴28机械上将第二段动力涡轮机24与合成气压缩机20相连，从而驱动合成气压缩机20。轴28也可在机械上与发电机(未示出)相连，为其他现场用户和/或为输出提供电力。第二段动力涡轮机出口管线124将第二段废驱动气体从第二段动力涡轮机24以约56000至69000公斤/小时的速率输送到烟囱1 26，其温度为约400至650℃，压力接近常压。烟囱126将第二段废驱动气体和废气排出系统10。从烟囱126排出的烟道气的摩尔组成通常为约69至72％N2、0.5至4％O2、5至6％CO2、19至24％H2O以及微量氮氧化物。
系统10还包括空气进料进口管线128，空气进料通过它直接送至空气压缩机18。空气进料通常以约55000至66000公斤/小时的速率通过空气进料进口管线128送入，其温度为约15℃或室温，压力约为常压。空气压缩机18将空气进料压缩到约850至1050千帕，温度为约300至350℃。在空气压缩机18内的空气压缩机出口管线130将压缩的空气进料以约55000至66000公斤/小时的速率送至连接点132，在那里空气压缩出口管线130分成冷却空气进口管线118和空气取出管线134。相对于送入空气取出管线134，送入冷却空气进口管线118的空气数量为约1至5％。如上所述，冷却空气进口管线118将其部分压缩的空气进料送到第一段动力涡轮机22的叶片和叶盘。空气取出管线134将其余的压缩的空气进料送至连接点136，在那里空气取出管线134分成ATR空气进口管线106、燃烧空气管线138和排放管线140。送入ATR空气进口管线106和送入燃烧空气管线138的空气比为约1.25∶1至2.5∶1。空气排出管线140通常没有物流，除非在开工时、在操作不正常的条件下或在烃类进料气体的低进料速率下，在空气取出管线134中产生过高的压力的情况下。空气排出管线140装有背压控制阀142，它与空气放空口144相连，当空气取出管线134中产生过高压力时开启。
燃烧空气管线138从第一个空气连接点延伸到第二个空气连接点146，在那里燃烧空气管线138分成主空气燃烧器进口管线148和次空气燃烧器进口管线150。主空气进口管线148装有主空气流量控制阀152，将管线148中的主空气流速调节到约13000至21000公斤/小时，从而为维持燃烧器30中的燃烧提供了足够的空气进料。燃烧器进口混合器78与主燃烧器空气进口管线148和分离器尾气出口管线77相连，以便使管线148和77的气流在其中混合。燃烧器进口烧嘴组件154离开燃烧器进口混合器78并伸入燃烧器30。燃烧器进口烧嘴组件154将称为燃烧器进料气体的主空气进料和分离器尾气的气体混合物喷入燃烧器30，以便在其中燃烧。燃烧器进料气体的摩尔组成通常为约86至87％N2、6至7％O2、3％CO2、1％CO、0.1至1％H2、0.2％H2O，其余为甲烷和较重的烃类，它们以约32000至48000米3/小时的速率送入燃烧器30，其温度为约250至350℃，压力为约900至1050千帕。次空气燃烧器进口管线150将次空气进料注入燃烧器30。次空气进料使燃烧器30中可燃烧的残留物氧化，同时稀释和冷却从燃烧器排出并送入动力涡轮机进口集气管116的燃烧器气体/水蒸汽/空气混合物。燃烧器气体/水蒸汽/空气进料被冷却到低于在第一段动力涡轮机22中允许的最高温度，通常为约800至1000℃，它与涡轮机22的冶金学有关。燃烧器30是一种高温容器，通常维持在约870至1200℃，压力约900至1050千帕。燃烧器30可装有催化剂，以促进其中的燃烧反应。
ATR空气进口管线106从连接点136延伸到上述的ATR碳化器44，并将剩余部分的压缩空气进料送至ATR碳化器44。ATR空气进口管线166装有ATR空气进口流量控制阀158，以便使空气进料从管线106排出，从而将管线106中的空气流速调节在约30500至52500公斤/小时内。
参考图2，它示出本发明另一实施方案。图2的实施方案与图1的实施方案基本上相同，不同之处是Brayton循环的改变。因此，图2基本上只示出烃类气体转化系统的Brayton循环，系统的其余部分基本上与图1的系统10相同。图2的Brayton循环通常称16′。图2所示系统的其余部件对于图1和2的实施方案是共同的，它们用共同的编号表示。Brayton循环16′包括用单一轴26′与空气压缩机18′和发电机200相连接单一动力涡轮机22′。发电机200为驱动合成气压缩机的电动机(未示出)提供电力，同时也输出电力。如在图1的Branton循环16一样，燃烧器出口管线112将燃烧器中生成的燃烧气体/水蒸汽/空气混合物从燃烧器30送至动力涡轮进口气体回气集气管116，它将燃烧器出口管线112连接到动力涡轮机22′。虽然未示出，但本发明有另外的Branton循环结构的另外一些实施方案仍在应用上述技术的熟练技术人员认识范围内。因此，这些实施方案在本发明的范围内。
对于熟练的技术人员来说，显然在本发明的范围内，通过选择适用于这里所述的Branton循环的特定部件，可得到许多供选择的方案。特别是，开发和利用商业上可得到的气体涡轮机组是最实用的。商业气体涡轮机组通常用于发电或用于驱动工业压缩机或泵。商业气体涡轮机组也用于动力应用，例如动力船。因此，商业机组可以不同的设计和尺寸得到。选择最适合某一应用的特殊要求的机组设计和尺寸是有利的。因此，在图1的系统10中，最好在转化成液体产物的气体数量的基础上选择气体涡轮机组的尺寸。
还应指出，不同设计的商业气体涡轮机组可在十分不同的压力和效率下操作。因为在ATR和F/T反应器中出现的反应受反应器压力的影响不明显，除ATR中生成碳或油烟外，它们更有可能在较高的压力下生成，因此选择能最好地利用特定的气体涡轮机组尺寸和设计的工艺压力条件是有利的。例如，按空气进料速率为66000公斤/小时以及对常压的压力比为10设计的商购气体涡轮机组适用于图1的烃类气体转化系统10，其烃类进料气体速率为约8000至12000米3/小时。基于这一特定的气体涡轮机组，ATR和燃烧器的操作压力选择在约950至1050千帕范围内。然后在通过系统的压降以及将尾气返回压力为约950至1050千帕的燃烧器的要求的基本上来确定合气气压缩机的压力比。
在较低压力(300-1100千帕)下操作的气体涡轮机可使用“同流换热器”设计，其中在机械上构成这样的气体涡轮机，取出经压缩的空气用于预热，在空气送回燃烧器以前，在外部热交换器中用涡轮机排出的废气加热。在生产动力应用中，用这一同流换热器设计，为生产一定数量的动力只需要较少的燃料。使用同流换热器的气体涡轮机组通过在气体涡轮机上使用取出和返回嘴，可适用于本发明的系统。某些气体涡轮机组设计有整休的外燃烧器或设计采用分开的外燃烧器。已发现使用外燃烧器的气体涡轮同组特别适用于本系统10，其机械改变最少。这样的气体涡轮机组也使所需的气体涡轮机的尺寸最小。
参考图3，它示出本发明另一供选择的实施方案。图3的实施方案基本上与图1的实施方案相同，不同的是Brayton循环的变化。因此，图3基本上只示出烃类气体转化系统的Branton循环，系统的其余部分基本上与图1的系统10相同。图3的Brayton循环通常称为16″。图3所示系统的其余部分对于图1和3的实施方案是共同的，它们用共同的编号表示。本实施方案的Brayton循环16″包括一对压缩机18″、20″，用轴26″、28″机械上与压缩机18″、20″分别相连的一对动力涡轮机22″、24″，以及是第一段动力涡轮机22″内部件的燃烧器300。为了清楚，内燃烧器300在概念上与动力涡轮机22″分开表示，但应当理解，燃烧器300与它是一个整体。本气体涡轮机的设计采用紧凑的、整体的、轻型的、空气冷却的燃烧器或几个并列的小型内燃烧器，而不采用外燃烧器。这样的涡轮机与用于动力飞机的设计有些类似。
本发明涡轮机比上述实施方案在大得多的生产能力下操作，整个系统有相对高的空气流速，因为为了冷却内燃烧器300需要大量的冷却空气。在这一实施方案和上述实施方案之间许多区别可归因于内燃烧器300的高空气冷却负荷。
在Brayton循环16″的操作中，空气进料进口管线128将空气进料送至空气压缩机18″，在那里空气被压缩，并通过空气取出管线134送至连接点136；在连接点136处，空气取出管线134分成四路。一部分经压缩的空气进料通过ATR空气进口管线106送至ATR。另一部分经压缩的空气进料通过燃烧空气管线138送至燃烧器300的烧嘴302，在那里压缩空气进料在通过燃烧器进口管线304注入燃烧器300以前，与包括来自分离器尾气出口管线77的尾气和动力涡轮机水蒸汽管线100的工艺水蒸汽的其他燃烧器进口气体混合。燃烧器300可装有催化剂，例如金属氧化物或贵金属(例如铂)，以促进其中进料的燃烧反应。另一部分压缩空气通过冷却空气进口管线118″送至第一段动力涡轮机22″，在那里压缩空气进料使动力涡轮机轮盘和叶片冷却，并与来自燃烧器300的燃烧气体以及燃烧器冷却空气混合。最后一部分经压缩的空气进料通过燃烧器冷却空气管线306，经环形的燃烧器冷却罩308循环，通过燃烧器300的金属壁的空气膜冷却消散燃烧器热310和冷却燃烧器300。动力涡轮机进气回流集气管116″排出的气体驱动第一段动力涡轮机22″。在所有其他方面，Brayton循环16″在与图1的Brayton循环16基本上相同的方式操作。
应当指出，有内空气冷却燃烧器设计的涡轮机比使用有防热的难熔衬里的外燃烧器设计的涡轮机需要更大的生产能力，来转化一定数量的烃类进料气体。然而，对于一定的生产能力或对于在特定应用中最小的尺寸要求来说，有内空气冷却燃烧器设计的涡轮机的较低价格和更广泛的商业可供性对这类涡轮机的选择是有利的。在有大量超过操作烃类气体转化系统所需的动力的市场或需要的应用中，有航空设计的高压涡轮机可能是有利的，因为它们有较高的生产过量动力的能力。
虽然已描述了上述的本发明优选的实施方案，但应当理解，仍可作出许多改进，例如所提出的改进和其他一些改进，它们都在本发明的范围内。

Claims (16)

1.一种将较轻的烃类气体转化成较重的烃类的方法，该法包括：
a)使空气进料与较轻的烃类进料气体反应，生成含有氢和一氧化碳的合成气；
b)使所述的合成气在烃类合成催化剂存在下反应，生成较重的烃类、尾气和水；
c)将所述的尾气燃烧，生成燃烧气体；
d)用所述的燃烧气体产生机械功；以及
e)用所述的机械功压缩所述的空气进料。
2.根据权利要求1的方法，还包括用所述的合成气加热所述的水，生产工艺水蒸汽。
3.根据权利要求2的方法，其中所述的尾气与一部分工艺水蒸汽燃烧。
4.根据权利要求2的方法，其中所述的空气进料和所述的较轻烃类进料气体与一部分所述的工艺水蒸汽反应，生成所述的合成气。
5.根据权利要求1的方法，其中用一部分所述的空气进料产生所述的机械功。
6.根据权利要求1的方法，其中所述的尾气与一部分所述的空气进料燃烧。
7.根据权利要求1的方法，还包括用所述的合成气加热所述的尾气。
8.根据权利要求1的方法，还包括用所述的合成气加热所述的较轻的烃类进料气体。
9.根据权利要求1的方法，还包括用所述的机械功产生电力。
10.一种将较轻的烃类气体转化成较重的烃类的设备，该设备包括
a)气体转化反应器，它有接收含有空气进料、较轻的烃类进料气体和工艺水蒸汽的气体混合物的进料气体进口，以及有排放在所述气体转化反应器中由所述气体混合物反应生成的含氢和一氧化碳的合成气的合成气出口；
b)装有烃类合成催化剂的烃类合成反应器，它有接收所述合成气的合成气进口以及有排放在所述的烃类合成反应器中由所述的合成气反应生成的含较重的烃类、尾气和水的产物流的产物流出口；
c)燃烧器，它有接收所述尾气的尾气进口，以及有排放在所述燃烧器中由所述尾气燃烧生成的燃烧气体的燃烧气体出口；
d)动力涡轮机，它有驱动所述动力涡轮机的燃烧气体进口，其中所述的动力涡轮机连接驱动轴；以及
e)连接所述驱动轴的空气压缩机，以驱动所述的空气压缩机并压缩所述的空气进料。
11.根据权利要求10的设备，还包括水热交换器，用于用所述的合成气加热所述的水，生产所述的工艺水蒸汽。
12.根据权利要求10的设备，其中所述的燃烧器有接收一部分所述的工艺水蒸汽的工艺水蒸汽进口。
13.根据权利要求10的设备，其中所述的燃烧器有将一部分所述的空气进料与所述的尾气混合的烧嘴组件。
14.根据权利要求10的设备，还包括用于所述的合成气加热所述尾气的热交换器。
15.根据权利要求10的设备，还包括用于所述的合成气加热所述的烃类进料气体的烃类进料气热交换器。
16.根据权利要求10的设备，其中所述的动力涡轮机为第一动力涡轮机，所述的燃烧气体进口为第一燃烧气体进口，所述的驱动轴为第一驱动轴，所述的第一动力涡轮机有燃烧气体出口，所述的设备还包括与所述的第一动力涡轮机串联的第二动力涡轮机，它有与所述的第一燃烧气体出口流体相通的第二燃烧气体进口，以驱动所述的第二动力涡轮机。
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